120萬噸年渣油催化裂化

./目錄1設計說明書11.1前言11.2加工方案的確定依據41.3裝置形式及特點51.4流程說明51.5主要操作條件的選擇依據71.6裝置設計特點111.7能量回收131.8環(huán)境保護131.9計算結果匯總152設計任務書243設計計算273.1再生系統(tǒng)工藝計算273.1.1燃燒計算27反應器熱平衡313.1.3再生器熱平衡計算343.1.4再生器結構尺寸的確定373.1.5旋風分離器計算433.1.6輔助燃燒室493.1.7能量回收估算523.2反應系統(tǒng)工藝計算54提升管反應器543.2.2預提升段的直徑和高度693.2.3沉降器和汽提段的計算703.2.4沉降器的旋風分離器的選擇743.2.5兩器壓力平衡744致謝795參考文獻80.1設計說明書1.1前言1.1.1渣油催化裂化的重要性我國已探明的石油資源不是很豐富,而隨著國名緊急的發(fā)展,對輕質油的需求量卻不斷增長。為了充分利用石油資源和提高石油加工經濟效益就必須對原油進行深加工。我國原油350℃以上的餾出量一般都在30％以下,而常壓渣油占原油的一半以上,減壓渣油占原油的三分之一以上；特別是幾個重要油田的原油,如XX原油、勝利原油、任丘原油等因此對我國原油來說,簡單的常減壓蒸餾是不能滿足輕質油收率的要提高單位原油輕質油收率石油加工原料收率,就必須對原油進行第二次加工,如催化裂化、加氫裂化等。另外,重質燃料油的需求量日益減少,也使得重油進行深度加工變得更為重要。渣油輕質化的主要方法：〔1延遲焦化始終只有經過熱裂解,在焦炭塔中轉化得到氣體、汽油、柴油、蠟油和焦炭的熱加工過程。<2>加氫裂化氣實質是催化加氫和催化裂解兩種反應的結合,輕質油收率高,可利用不同原料,采用不同的工藝流程和操作條件,根據市場需求最大量生產航煤、柴油等產品。〔3催化裂化是以350―500℃直餾餾分油、常減壓渣油及二次加工餾分油為原料在催化劑條件下進行的深度加工得到汽油、柴油等產品。這三種主要方法相比較延遲焦的產品需要加氫精制不能直接作為產品焦化收益不如催化裂化。加氫裂化的產品質量好,但在重油加工過程中,重金屬含量較高,對催化劑的活性影響非常大,致使催化劑的消耗大催化裂化產品是市場需要的高辛烷值汽油餾分、輕柴油餾分和石油化工工業(yè)需要的氣體原料其裝置的改進、催化劑的性能不斷提高,是其產品分布越來越好。故發(fā)展催化裂化工藝對我國原油加工有深遠的現實意義。1.1.2渣油催化裂化面臨的主要問題和解決方案〔1原油中膠質、瀝青質、芳烴、稠環(huán)芳烴含量高渣油H/C比小根據氫碳平衡原理,提高汽油等輕質油收率的同時焦碳收率也相應提升；而稠烴芳烴的吸附能力強,生焦多,反應速度慢,影響其它烴類反應?！?金屬含量高原油中含有的微量重金屬隨原料進入反應器中,沉積于催化劑表面,到一定程度就會引起催化劑中毒。催化劑污染重時,選擇性變差,焦炭收率增加,液體產品收率下降氣體產品中C3、C4產率下降,氫氣收率明顯增加。重金屬中Fe,Ni,V,Na影響最大,在催化裂化條件下Ni,Fe其脫氫作用,致使氫氣收率增加,焦碳收率升高；Na,V在高溫作用下,熔化堵塞催化劑孔道,破壞催化劑骨架,致使催化劑活性下降或失活,轉化率下降。<3>含硫、氮高催化裂化催化劑是酸性催化劑,它是通過酸性中心與烴分子結合進行催化裂化反應。堿氮會引起催化劑中毒致使催化劑失活,降低催化裂化的速度。油品中含有硫醇、硫醚、噻吩等含六有機化合物,影響產品的氣味及安定性,降低催化裂化反應速度。<4>上述問題的解決方案隨著對重質油催化裂化的深入研究,上述問題以全部解決,實現了工業(yè)重油催化裂化具體體現在以下幾個方面：①取熱裝置解決了焦碳收率高帶來的熱過量問題,使系統(tǒng)保持熱平衡；②新型催化劑具備活性、選擇性、水熱穩(wěn)定性、抗重金屬性能良好的特點；③引入了脫硫、脫氮工藝,采用了SOX轉移劑、金屬鈍化劑,另外干氣預提升技術可以使鈍化金屬。渣油催化裂化遇到的困難已得到解決也就標志著渣油催化裂化的工業(yè)化及背了相當大的可行性。1.1.3重油催化裂化的發(fā)展概況與展望自1961年HOC工藝之后,到20世紀80年代初期,重油催化裂化才真正得到了發(fā)展,除澇HOC工藝發(fā)展外,還相距出現了RCC、FCC、ART等新工藝。一系列重油催化裂化技術如原油霧化、內外取熱、重金屬鈍化劑、CO助燃劑、硫轉移劑已相繼采用和推廣。目前還對下流管事反應器、超短接觸時間、快速分離、汽提技術、催化裂化聯合控制等領域作進一步研究,也許在不久的將來就有新的突破。我國從1966年開始重油的催化裂化的研究。1983年我國第一套催化裂化裝置投產。90年代,我國先后開發(fā)了一系列重油催化裂化如DCC、MGG、MIO、HCC和ARGG等。這些都是以生產輕質烯烴和高辛烷值汽油的催化裂化工藝技術。隨著催化裂化技術的發(fā)展,催化裂化也將日趨完善。催化裂化技術、催化劑、工藝設備、技術更新,安全可靠性及經濟效益等各方面都將走在石油煉制技術的前列。1.2加工方案的確定依據隨著原油重質化和汽油等輕質油品需求量的增加,把重質油輕質化已成為當前的需要。重油催化裂化在20世紀80年代取得了重大的發(fā)展,我國重油催化裂化汽油收率占50％左右,是商品汽油的主要來源,在汽油總量中占相當大的比重。催化裂化反應規(guī)律和烯烴的二次反應特點決定了催化汽油具備了如下特點：〔1汽油辛烷值高,一般都在80上下,而熱裂化汽油辛烷值只有60－65〔均指馬達法?！?由于氫轉移反應和a-烯烴異構化的原因,烯烴相對較少,尤其是a-烯烴少,且基本不含二烯烴,所以汽油的安定性好。〔3汽油中含小分子較多,它的10％點和50％點溫度較低,使用性能好。根據原料的特點重油的催化裂化工藝的發(fā)展偏向于多產高質汽油,如DCC、ARGG等工藝。當操作條件得到改善,采用高反應溫度、低反應壓力、短接觸時間對提高汽油收率有利,且汽油辛烷值增加而柴油收率下降、十六烷值降低、安定性能差。同時,當前車輛運輸耗油量呈上升趨勢,汽油的需求量增加,故要注重汽油的生產。鑒于上述原有,本設計采用汽油為生產目的的生產方案。1.3裝置形式及特點國內提升管反應器已運行了十多年,設計和生產操作等方面都積累了一定的經驗,至今其裝置形式有高低并列式,同軸式,以及由高低并列式改造而成的提升管反應裝置。本設計采用同軸是催化裂化裝置,我國的催化裂化裝置具備如下特點:<1>兩器同軸疊置,反應沉降器在上,再生器在下,汽提段伸入到入再生器內,可降低裝置總高度和省掉反應器的框架,節(jié)省鋼材、占地和投資。<2>采用折疊式提升管,由沉降器室側壁進入,也可由頂部進入；既滿足了對油料和對催化劑的接觸時間的要求,又使其高度比采用直提升管要低得多。<3>待生立管中的催化劑流量是由塞閥控制的。用塞閥控制催化劑的循環(huán)量,閥頭直接進入再生器與催化劑均勻接觸,閥頭磨蝕清；催化劑立管蓄壓大,控制方便,有利于調節(jié)催化劑循環(huán)量。<4>按同軸式布置的兩器壓差較并列式的大,沉降器的壓力較再生器的壓力越低0.5MPa。反應壓力低有利于裂化反應,再生壓力高有利于燒焦反應。<5>可采用常規(guī)再生,也可以采用單器兩段再生,一提高燒焦的強度和減少催化劑總藏量。1.4流程說明1.4.1反-再系統(tǒng)提升管反應器的進料有兩種：常壓渣油和回煉油。常壓渣油從裝置外的原料油罐進入裝置,用原料泵輸送,先經分餾塔頂循環(huán)回流與循環(huán)回流油換熱,再經中段回流與油漿換熱,最后和回煉油混合,一起進入提升管反應器。進料與來自再生器的高溫催化劑接觸,迅速汽化反應,反應生成油氣從提升管出口進入沉降器,經二級旋風分離后進入分餾塔。而反應生成的焦碳沉積在催化劑上經汽提后進入再生器,燒焦除去焦碳,再生催化劑經待生斜管進入提升管反應器。1.4.2分餾部分分餾部分的主要任務是把反應器〔沉降器頂的氣態(tài)產物,按沸點范圍分割成富氣、汽油、輕柴油、重柴油、回煉油和油漿等餾分。分餾部分還包括油品換熱部分。分餾部分進料是過熱氣體,并帶有催化劑細粉,所以進料在塔的底部,塔下段用油漿循環(huán)以沖洗擋板和防止催化劑在塔底沉積,并經過油漿與原料換熱取走過剩熱量。由于全塔剩余熱量大,為保證全塔汽液相負荷相差不過于懸殊,并回收高溫位熱量,因此除塔底設置油漿循環(huán)取熱外,還設置中段回流取熱。塔頂氣態(tài)產品量大,為減少塔頂冷凝器負荷,故塔頂也采用循環(huán)回流取熱代替冷回流,以減少冷凝冷卻器的總面積。1.4.3吸收穩(wěn)定部分催化裂化吸收穩(wěn)定部分的任務是加工來自催化裂化分餾塔頂油氣分離器的粗汽油和富氣。目的是保證汽油蒸汽壓合格的同時,分離出干氣〔C2及C2以下,并回收液化氣。吸收穩(wěn)定系統(tǒng)中的吸收、脫吸過程要求同時達到兩個目的：通過吸收塔盡可能將C3C4組分吸收下來；通過脫吸塔盡量將C2組分脫吸出去。吸收劑一般是分餾部分的石腦油,并根據吸收率的要求以穩(wěn)定汽油作為補充吸收劑。1.5主要操作條件的選擇依據1.5.1反應溫度溫度對裂化反應有強烈的影響,而且反應活化能越大,溫度對反應的速度影響也越大；溫度是調節(jié)轉化率和產品分布的主要變量。通過調節(jié)溫度可以實現多產汽油的產品方案。溫度一般為500-510℃。提高反應溫度可使汽油辛烷值增加,但同時氣體產率也會相應的增加。在提升管裝置中,反應溫度主要用再生單動滑閥通過調節(jié)開度調節(jié)催化劑循環(huán)量來達到控制目的。本設計取反應溫度為510℃。1.5.2反應壓力提高反應壓力有利于吸附而不利于脫附,可是轉化率、焦炭和氣體收率增加而汽油收率稍有下降,產品中烯烴含量減少,汽油的辛烷值下降。故在汽油為生產目的的方案中,應采用低壓力操作。在實際操作中,壓力是固定的,不做調節(jié)變量。由于壓力平衡的要求,反應-再生器之間必須保持一定的壓差,不能任意變動。因此,反應壓力又隨再生壓力而定。而再生壓力又要根據全裝置的情況綜合考慮決定。本設計定為0.14MPa。1.5.3再生溫度提高再生溫度可大大提高炭燃燒速度,在600℃左右時每提高10℃,燒焦速度可提高約20%,燒焦時間平均的可減少15%；對燒掉同樣數量的焦炭,加快燒焦速度可使再生器體積減小。對分子篩催化劑來說,常規(guī)再生溫度一般為650--680℃；為避免催化劑在高溫下水熱失活,在完全再生條件下,最高不超過700--760℃；對于兩段再生,第二段再生器中幾乎沒有水蒸汽存在,再生溫度可達800℃以上,可實現無助燃劑高溫完全再生?？紤]到設備和催化劑的允許限度,本設計取再生溫度為710℃。1.5.4再生壓力碳燃燒速度和氧分壓成正比,而氧分壓為再生壓力和氧的對數平均濃度的乘積,提高再生壓力就可以提高炭燃燒的速度；決定再生壓力時,既要有利于催化劑燒焦,又要有利于提高煙氣能量回收的效率。同時還要考慮兩器的壓力平衡。正常操作壓力不用于調節(jié)燒焦速度。本設計取再生壓力0.142MPa。1.5.5再生煙氣氧含量再生煙氣氧含量是一個操作變量,對分子篩催化劑的不完全燃燒再生方式,煙氣出口氧濃度一般控制在1%左右,過高容易再稀相區(qū)促使發(fā)生二次燃燒。煙氣出口氧含量太低則容易發(fā)生炭堆積事故。再生煙氣氧含量范圍一般在2.5—3.5%,本設計取1.0%。1.5.6再劑碳含量再劑碳含量對轉化率影響很大,在再劑碳含量0.1—0.6%〔質范圍內,再劑碳含量每降低0.1%〔質,轉化率約提高4%。表1再劑碳含量對轉化率和選擇性的影響再劑碳含量%〔質重量空速為5h-1下的轉化率,%〔體轉化率為75%〔體時的空速,h-1轉化率為75%〔體時產品分布〔對新鮮原料C3以下氣體%〔體C4餾分%〔體汽油%〔質焦炭%〔質0.178.56.18.016.058.75.50.275.15.08.516.557.96.00.467.83.68.817.554.96.7分子篩催化劑對再生碳含量是很敏感的。再劑碳含量過高,分子篩催化劑的活性和選擇性都會下降,因而大大降低轉化率,汽油收率下降,溴價上升,誘導期下降。采取高溫再生可降低再劑碳含量,一般降低碳含量0.1%,活性提高2-3個單位。在汽油方案中,此值應低于0.2%,有些裝置要求0.05%以下,本裝置選用0.04%。1.5.7原料預熱溫度原料預熱溫度是指原料油進入反應器前的溫度。它補充再生器燒焦提供給反應所需熱量的不足,以保證反應溫度達到生產規(guī)定的指標。渣油進行催化裂化時,預熱溫度不高,可采用油漿進行熱交換。在相同的轉化率下,提高原油預熱溫度可使輕質油收率略有增加,焦炭收率下降。保持裝置的其它獨立參數不變,只提高進料的預熱溫度,則劑油比減小。當采用CO完全燃燒技術時,再生溫度大幅度提高,如果采用高預熱溫度會使劑油比降得很低,反應器中活性中心太少,轉化率就很低。此外,催化劑上積炭過高會使裂化反應的選擇性變壞。在這種情況下,要適當的降低原料的預熱溫度,保證一定的劑油比。同時對提升管裝置來說,不同的原料油和不同結構的原料噴嘴對預熱溫度有不同的要求。一般來說,預熱溫度對進料的霧化效果有一定的影響,對產品收率和質量有不同程度的影響。霧化效果好,則同樣轉化率條件下焦炭和氣體收率就會下降,輕質油收率上升；霧化效果差,則焦炭收率就會上升。一般預熱溫度高霧化效果好。本設計取230℃。1.5.8反應時間反應時間與溫度、再劑碳含量、原料性質等共同決定原料的轉化率和產品分布。對汽油方案來說,采用短接觸時間有利,可提高汽油收率和和汽油質量。同時還可以降低焦炭收率。渣油裂化一般在2-3s左右,本設計取3s.1.5.9焦中H/C比原料反應深度以及汽提效果的好壞都會影響到焦中H/C比。汽油方案中,反應溫度較高,深度較大時,焦中的H/C比也就相對的較小。汽提效果的好壞直接有待劑中所含油氣來體現,如果待劑中油氣含量高則汽提效果差,焦中H/C比就相對較大。反之則較小。本設計選用的H/C比為6/94。1.5.10CO/CO2比CO/CO2比影響到再生器熱效率,CO2/CO越大,燒焦放熱越大。CO2/CO比采用的范圍為1—2。燒焦罐完全再生裝置,或采用CO助燃劑,或采用完全再生都可以使焦炭幾乎全部轉化成CO2。所以煙氣中CO含量幾乎為0。在稀相區(qū)里,如果CO含量過高,在含氧的高溫條件下易發(fā)生二次燃燒,其放出的熱量使旋風分離器燒壞,設備燒壞等嚴重后果。本設計選用的CO/CO2比為0。1.6裝置設計特點1.6.1兩器采用同軸布置<1>結構緊湊、占地面積少、節(jié)省投資〔主要是構筑及管道。<2>催化劑輸送順暢。待生催化劑由立管輸送,再生催化劑由很短的斜管輸送。再生催化劑的輸送動力主要來自兩器壓差,對斜管密度的依賴性不大；而待生催化劑輸送的動力則來自流動狀態(tài)穩(wěn)定的待生立管。這類布置在催化劑輸送方面比較理想。由于同軸布置,兩器壓力在較大的范圍內不會造成介質倒流,增加了裝置操作的安全性。<3>有利于待生催化劑在再生器內均勻分布。在再生器中心位置通過加高的待生套筒和均勻分布的待生催化劑分配器使待生催化劑均勻地分布于密相床上部。1.6.2采用兩段再生把再生過程分為兩段,形式是多樣的,燒碳量一般按80：20分配,即在第一段去全部氫和80%的碳,然后進入第二段,在第二段通入新鮮空氣,用提高氧濃度來彌補催化劑上含碳量降低帶來的影響。采用兩段再生在達到同樣再生效果的前提下,再生器的總藏量可比一般常規(guī)再生器的藏量降低約20-40%從再生效果看與單段加助燃劑的完全再生效果差別不大,并且二段再生也須加CO助燃劑,這樣可取消CO鍋爐,減少CO對大氣的污染。提高催化劑的活性和選擇性,改善產品分布,提高輕油收率。1.6.3提升管下端增加預提升段餾分油提升管催化裂化裝置進料是在提升管最底端。在進料處,催化劑尚未達到均勻分布狀態(tài),使原料與催化劑混合不均勻。渣油催化裂化裝置一般把提升管進料位置提高5—6米,下部為催化劑預提升段,催化劑在預提升段提前加速,使催化劑分布均勻,為催化劑與原料充分混合提供一個理想的反應環(huán)境。1.6.4提升管反應器采用高反應溫度、短停留時間操作我國渣油催化裂化反應溫度,一般控制在480—510℃,較餾分油催化裂化高。高反應溫度有以下幾個好處：〔1可以彌補由于催化劑受金屬污染和水蒸氣作用而失去的活性；〔2有利于進料汽化和改善汽提效果；〔3有利于汽油辛烷值和氣體中稀烴產率的提高；〔4可以維持較高的苛刻度,特別是渣油與催化劑接觸瞬間的較高溫度,有利于部分瀝青質裂解,減少生焦。提高反應溫度也有不利的一面。使用高活性催化劑時,在高溫下會使二次裂化加劇,使焦碳和氣體產率增加。為了減少二次裂化,應盡量縮短提升管中油劑接觸時間,常規(guī)餾分油催化裂化時間為2—4S,渣油催化裂化一般要求在3S左右。1.6.5采用油劑快速分離器在沉降器稀相如果油劑分離不好,會發(fā)生二次反應使產品分布變壞。為了使反應后的油氣與催化劑在出提升管后快速分離,在提升管出口安裝快速分離器。1.6.6再生器取熱渣油催化化生焦量大,即使采用CO不完全燃燒的操作方式,燃燒放出的熱量也超過兩器熱平衡的需要。因此如何過剩熱量并加以利用,是渣油催化裂化需要解決的關鍵問題之一。本設計采用下流式外取熱器。1.6.7用外集氣管外集氣管不僅可降低裝置標高,減少稀相空間,而且結構簡單,不受高溫影響,設備不易變形,因此本設計再生器用外集氣管,反應沉降器頂用外集氣室。1.6.8在循環(huán)管線上安裝塞閥本設計待生和再生催化劑循環(huán)管線上都安裝塞閥來調節(jié)兩器間催化劑循環(huán)量,它的執(zhí)行機構與調整機構和一般控制催化劑流動的滑閥相同,與單動滑閥相比較,具有磨損均勻,操作周期長的優(yōu)點。1.7能量回收從再生器出來的高溫煙氣經高效三級旋風分離器分出其中的催化劑,使粉塵含量降低到0.2g/m3煙氣以下,然后通過調節(jié)蝶閥進入煙氣透平膨脹做功,使再生煙氣的動能轉化為機械能,驅動主風機轉動,供再生所需空氣。多余部分可用來發(fā)電,從煙氣輪機出來的顯熱,在此,再生煙氣溫度從500℃左右降至180℃左右,然后通過煙窗排空。另外,煙氣還有一輔助通道,經雙動滑閥后通過此通道直接進余熱鍋爐后排空,以防煙機發(fā)生故障后煙氣無法處理。詳細過程見后面計算。1.8環(huán)境保護渣油催化裂化時由于原料的硫,氮含量較餾分油高德多,裝置排放的含硫污水量也多,濃度大,廢氣中SOX,NOX含量也增多,為了防止環(huán)境污染,必須積極治理三廢和噪聲污染。1.8.1廢氣及粉塵的防治廢氣主要是再生煙氣,它含有CO,粉塵,NOX等有害雜質,污染大氣。由于本設計采用加CO助燃劑,使煙氣中CO完全燃燒,再生煙氣中CO含量小于0.1%〔重。裝置采用CRC-1催化劑,它具有堆比大的特點,使煙氣中催化劑含量減少,煙氣經旋分分離后,粉塵濃度小于0.2g/m3達到了排放標準。1.8.2含硫污水處理本裝置污水來源有三處：分餾塔頂油氣分離器,氣壓機出口油氣分離器,穩(wěn)定塔頂油氣分離器。它含有硫化物,酚,氰等有害雜質。處理方法：污水汽提基本原理：污水中的硫化物一般都以銨鹽形式存在,屬于不穩(wěn)定化合物,在較高的溫度下,分解為H2S和NH3而它們都是揮發(fā)性物質,在同樣溫度下,它們的蒸汽壓遠遠高于水的蒸汽壓,容易使污水中的H2S和NH3轉移到蒸汽中,從而使污水得到凈化。一般采用高壓汽提,它有加壓水解的作用,可將70%左右的氰化物除去。1.8.3廢渣的處理廢渣主要是催化劑粉塵,可將此廢渣運出裝置,有資料介紹可用廢催化劑來生產水泥。1.8.4噪聲的防治本裝置的壓縮機,主風機,泵,煙氣,火炬等處都有噪聲。防止措施：通過用消聲器,消聲罩,設隔音層,隔音室等,控制噪聲在85分貝以下。1.9計算結果匯總1表2反應系統(tǒng)主要操作條件項目單位數值反應器頂壓MPa0.14再生器頂壓MPa0.142原料預熱溫度℃230反應溫度℃510再生溫度℃710反應時間S3劑油比4.6回煉比0.43焦中H/C6/94總轉化率%73.65單程轉化率%51.5煙氣中CO/CO20再生催化劑含C量%0.04項目單位數值提升管直徑m1.0預提升段直徑m0.7提升管總長m30.2預提升段長度m6.0提升管入口溫度℃567.5提升管出口溫度提升管入口線速℃m/s536.24.5提升管出口線速m/s15.16提升管停留時間s3.0提升管總壓降kPa25.253催化劑循環(huán)量t/h983沉降器氣體流量m3/s12.42沉降器氣體線速m/s0.8沉降器氣體高度m10.0沉降器氣體直徑m4.4汽提段高度m6.75汽提段直徑m2.6再生器稀相段高度m9.0再生器稀相段直徑m12.0再生器密相段高度m6.0再生器密相段直徑m8.6再生器密相段截面積m258.12表3反再系統(tǒng)主要參數計算結果匯總續(xù)表3項目單位數值再生器密相段線速m/s1.0再生器稀相段線速m/s0.58再生器稀相段體積流率m3/s61.3再生器密相段體積流率m3/s57.57過渡段高度m3.0過剩氧含量%3燒焦量kg/h17220藏量T90.0濕空氣量kmol/h9026.05耗風指標m3〔N/kg11.75煙風比1.09再生器旋風分離器組數組6旋風分離器型號布埃爾一級入口線速m/s22.2二級入口線速m/s26.2一級壓降kPa4.5603二級壓降kPa5.1389一級料腿最小長度m2.8一級料腿負荷kg/m2s287二級料腿最小長度m4.03二級料腿負荷kg/m2s212淹流管截面積m21.82輔助燃燒室體積m39.91續(xù)表3項目單位數值輔助燃燒室直徑m3.9一次風量kmol/h1248.28二次風量kmol/h7777.77環(huán)隙面積m22.423反應系統(tǒng)物料平衡下段：表4入方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h新鮮原0催化劑983000再生劑帶入煙氣98330.532.2水蒸氣438618243.7其中霧化蒸汽198018預提升蒸汽46618再劑帶水9618斜管松動蒸汽43518再生塞閥松動蒸汽再生塞閥吹掃蒸汽140918膨脹節(jié)吹掃蒸汽事故蒸汽吹掃蒸汽油+汽合計1242755表5出方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h未反應的新鮮原料75000530141.5催化劑1092000氣體10867.524.8438.2汽油35760115311柴油19762.521791.1焦碳8610再劑帶入煙氣98330.532.2水蒸氣438618243.7油+氣合計1247369上段：表6入方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h回煉油64500400161.25下段來的未反應新鮮原料75000530141.5催化劑983000焦炭8610氣體10867.524.8438.2汽油35760115311柴油19762.521791.1再劑帶入煙氣98330.532.2水蒸氣4588.81835.6其中從下段來438.6回煉油霧化蒸汽180事故蒸汽吹掃22.8合計1199124.4油+氣合計1210.85表7出方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h回煉油64500400161.25氣體2173524.8876.4汽油71520115621.9柴油39525217182.1催化劑983000焦炭17220再劑帶入煙氣983水蒸氣4588.81835.6合計1203071.8油+氣合計1909.454表8再生系統(tǒng)物料平衡入方,kg/h出方,kg/h干空氣257100.09干煙氣264189.12水汽主風帶入2523.58水汽生成水汽9298.8待劑帶入983生成水汽4206.58松動吹掃700合計13505.38合計4206.58焦炭17220循環(huán)催化劑983000合計1262000合計12610005表9反應系統(tǒng)水平衡物料性質溫度℃質量流率kg/h摩爾流率kmol/h新鮮原料霧化蒸汽過熱蒸汽4001800100回煉油霧化蒸汽18010預提升蒸汽46625.9汽提蒸汽1864103.5汽提段錐底松動蒸汽18810.4再生滑閥松動蒸汽24713.7再生吹掃蒸汽19210.7膨脹節(jié)吹掃蒸汽36020提升管上段采樣口吹掃22.81.3提升管下段采樣口吹掃蒸汽25.21.4上進料事故蒸汽嘴吹掃蒸汽22.81.3下進料事故蒸汽嘴吹掃蒸汽258.21.4安全閥吹掃蒸汽64836再生催化劑帶入蒸汽985.3再生催化劑帶入煙氣9836表10反應熱平衡供熱方104kJ/h耗熱方104kJ/h再劑帶入熱21567.0反應熱2326.1焦炭吸附熱7730水蒸氣吸熱142煙氣水蒸氣帶入熱25.6散熱損失754原料升溫汽化吸熱26106總供熱29322.6總耗熱29328.17表11再生器熱平衡入方,×104kJ/h出方,×104kJ/h可利用熱59487干空氣升溫熱15138空氣帶入水升溫熱291焦炭生溫熱378待劑帶入水升溫熱42各處吹掃松動蒸汽升溫熱81.9再生器熱損失941反應器耗熱29328過剩熱13287.1合計59487合計594878兩器壓力平衡表12再生催化劑線路推動力kPa阻力kPa再生器頂部壓力333.438沉降器頂部壓力284.403稀相段靜壓1.5201稀相段靜壓0.3236淹流管以上密相段靜壓5.8034快分器壓降0.5884淹流管靜壓22.7522提升管總壓降25.2530預提升管壓降20.2122再生斜管壓降13.0433塞閥壓降19.6902合計284.403合計284.403表13待生催化劑線路推動力kPa阻力kPa沉降器頂部壓力284.403再生器頂部壓力333.438過渡段靜壓0.4904稀相段靜壓1.0592汽提段靜壓4.4132密相段靜壓8.8263待生立管靜壓35.3542待生塞閥壓降22.3306合計365.6541合計365.65412設計任務書一設計題目120萬噸/年渣油催化裂化同軸式反應再生系統(tǒng)工藝設計二基礎數據〔1原料任丘減壓蠟油：常壓渣油=20：80〔2原料及產品性質混合原料汽油柴油回煉油相對密度d4200.89420.71040.8605t1041053199410t5045097243450t90500156301500殘?zhí)恐?V100厘斯14.0分子量400回煉比：回煉油/新鮮原料=0.43〔3原料中重金屬含量鐵<ppm>鎳<ppm>釩<ppm>銅<ppm>2.2214.480.440.37〔4產品產率<%>氣體汽油柴油焦碳合計14.4947.6826.3511.48100〔5氣體組成<％>H2C1C20C30C3=iC40nC40C4=34.856.432.046.9320.7310.752.4612.38〔6催化劑性質采用CRC-1渣油催化裂化催化劑催化劑性質催化劑密〔g/cm3充氣密度沉降密度壓緊密度骨架密度0.870.910.982.61②催化劑篩分組成<重%>0-2020-4040-8080-105105-149＞1490.89.454.219.510.25.9③催化劑微反活性63三內容要求<1>說明部分①前言②裝置形式的選擇③流程說明④主要操作條件的選擇依據⑤設計特點⑥再生煙氣能量回收⑦環(huán)境保護措施⑧計算結果匯總<2>計算部分①再生系統(tǒng)②提升管反應器③反應沉降器和汽提段④壓力平衡<3>繪圖部分①兩器立面圖②催化裂化裝置原則流程圖四催化裂化技術論文綜述題目自擬完成時間兩周五外文資料查閱及翻譯<1>在與煉油有關的外文資料查閱五篇文獻并將其文獻摘要翻譯成中文。<2>翻譯兩萬印刷符號的英文資料。3設計計算反應條件參數：再生溫度710℃再生壓力<表>0.142MPa反應溫度510℃反應壓力〔表0.14MPa焦中H/C6/94過剩氧含量3%CO/CO20反應時間3s原料預熱溫度230℃再生催化劑含碳量0.04%3.1再生系統(tǒng)工藝計算3.1.1燃燒計算3.1.1.1燒碳量及燒氫量燒焦碳量＝120×11.48%×104/8000＝17.22t/h燒碳量＝17.22×103×0.94＝16186.8kg/h＝1348.9kmol/h燒氫量＝17.22×103×0.06＝1033.2kg/h＝516.6kmol/h因為過剩氧含量為3%,即完全燃燒,故生成CO2的C即為燒碳量1348.9kmol/h3.1.1.2理論干空氣量碳燒成CO2需氧氣量＝1348.9×1=1348.9kmol/h氫燒成水需氧氣量＝516.6/2＝258.3kmol/h則理論需氧氣量＝1348.9＋258.3＝1607.2kmol/h＝51430.4kg/h理論帶入N2量＝1607.2×79/21＝6046.13kmol/h＝169291.64kg/h所以理論干空氣量＝1607.2＋6046.13＝7653.33kmol/h＝217354.57kg/h3.1.1.3實際干空氣量煙氣中過剩氧的體積分數為3%,所以3%＝O2〔過/〔CO2＋N2<理>＋N2〔過＋O2〔過＝O2<過>/〔1348.9＋6046.13＋O2〔過×79/21＋O2〔過可求得O2〔過＝258.83kmol/h＝8282.56kg/hN2<過>=258.83×79/21＝973.69kg/h故實際干空氣量=258.83+973.69+7653.33=8885.85kmol/h=252358.14kg/h3.1.1.4需濕空氣量〔主風量大氣溫度25℃相對濕度50%查空氣濕焓圖,得空氣的濕焓量為0.010kg<水汽>/kg〔干氣空氣中水汽量＝252358.14×0.010=2523.58kg/h＝140.2kmol/h濕空氣量=8885.85+140.2=9026.05kmol/h=202183.52[m3<N>/h]=3369.73[m3<N>/min]此即正常操作時的主風量3.1.1.5主風單耗濕空氣量/燒焦量＝202183.85/17.22×103＝11.75[m3〔N/kg〔焦]3.1.1.6干煙氣量由以上計算可知總干煙氣量＝CO2＋N2＋O2＝1348.9+258.83+6046.13+973.69=8627.55kmol/h總干煙氣的質量流率=59351.6+8282.56+196554.96=264189.12kg/h表1濕煙氣量及組成組分,%流量kmol/hkg/h相對分子質量組成〔摩爾分數干煙氣濕煙氣CO21348.959351.64415.614.3O2258.838282.56323.02.7N27019.82196554.962881.474.6總干煙氣8627.55257100.9829.8生成水汽516.69298.818主風帶入水汽140.22523.5818待劑帶入水汽99178018吹掃松動蒸汽38.970018總濕煙氣9377.87270659.6918合計1001003.1.1.7煙風比煙氣量/主風量＝9414.11/8627.55=1.09表2再生器物料平衡表入方,kg/h出方,kg/h干空氣257100.09干煙氣264189.12水汽主風帶入2523.58水汽生成水汽9298.8待劑帶入983生成水汽4206.58松動吹掃700合計13505.38合計4206.58焦炭17220循環(huán)催化劑983000合計1262000合計12610003.1.2反應器熱平衡3.1.2.1供熱方〔1設催化劑循環(huán)量為G再生催化劑帶入熱Q1=G×1.097×〔710-510＝219.4Gkg/h〔2燒焦放熱生成CO2放熱=16186.8×33873=54830×104kJ/h生成H2O放熱=1033.2×19890=12387×104kJ/h合計放熱=67217×104kJ/h反應生成的焦炭吸附在催化劑上放出的吸附熱Q2＝67217×104×11.5%=7730×104kJ/h〔3與催化劑一起帶過來的煙氣及水蒸氣帶入熱Q3＝煙氣量×煙氣比熱〔t再－t反＋水蒸氣量×水蒸氣比熱容〔t再－t反＝[G/1000×0.26×〔710-510+96×0.5×〔710-510]×4.184＝4×104＋0.22G總供熱＝Q1＋Q2＋Q3＝219.4G＋7730×104+4×104＋0.22G＝7734×104＋219.62G3.1.2.2耗熱方〔1反應熱Q4＝2180×催化碳催化碳=總碳-可汽提碳-附加碳可汽提碳=催化劑循環(huán)量×0.02%＝2×10-4G附加碳＝新鮮原料量×殘?zhí)肌仓?×0.6＝150×103×5.91%×0.6＝5319kg/h催化碳＝16186.8－2×10-4G-5319＝10867.8－2×10-4GQ4＝2180×〔10867.8－2×10-4G＝2369×104－0.436G〔2水蒸氣吸熱Q5＝〔霧化＋預提開＋汽提＋松動蒸汽×比熱容×〔t反－過熱蒸汽溫度＋各處吹掃蒸汽×比熱容×〔t反－過熱蒸汽溫度＝〔1980＋466＋1864＋454×0.5×〔510－400×4.184＋1409×0.5×〔510－400×4.184＝142×104kJ/h〔3散熱損失Q6＝465.6×燒碳量=465.6×16186.8＝754×104kJ/h〔4原料升溫汽化吸熱Q7＝進料量〔包括新回漿×〔qt反汽－qt預液d15.615.6＝d420＋δd＝0.8942＋0.0040＝0.8982tv＝〔t10＋t50＋t90/3＝〔410＋450＋500/3＝453.33℃餾程傾斜率S＝<t90－t10>/<90－10>＝<500－410>/80＝1.125tme＝tv－δmelnδme＝-1.53181－0.012800tv0.667＋3.64678×S0.3333＝-1.53181－0.012800×<453>0.667+3.64678×<1.125>0.3333=1.5044tme＝tv－δme＝453.33－4.5=448.83℃T＝tme＋273.15=448.83+273.15=721.98K所以K混＝1.216T1/3/d15.615.6＝1.216×721.981/3/0.8982＝12.1根據d混＝0.8942,K混＝12.1,查焓q510℃汽＝417kcal/kg=1744.73kJ/kgq230℃液＝130kcal/kg＝543.92kJ/kgK值校正為-4,壓力校正為0,則q510℃汽＝417－<-4－0＝421Kcal/kg=1761kJ/kgQ7＝〔150＋64.5×103×〔1761－543.92＝26106×104kJ/h總耗熱Q耗=Q4+Q5+Q6+Q7=2369×104-0.436G+142×104+754×104+26106×104=29371×104-0.436G根據Q供＝Q耗即219.62G+7734×104=29371×104-0.436G可得G＝983×103kJ/h劑油比＝催化劑循環(huán)量/〔新鮮原料＋回煉油＝983×103/〔150×103＋64.5×103＝4.63.1.3再生器熱平衡計算3.1.3.1燒焦放出的熱量〔因為完全燒焦,所以認為沒CO由之前算得總放熱量為67217×104kJ/h焦炭的脫附熱為總放熱量的11.5%則可利用Q利＝67217×104×〔1－11.5%＝59487×104kJ/h3.1.3.2出再生器熱〔1干空氣升溫熱Q1Q1＝干空氣量×空氣平均比熱容×〔出再生器溫度－主風入再生器溫度×4.184式中空氣平均比熱容為1.1kJ/kg.K出再生器溫度可按稀相管溫度710℃空氣入再生器溫度可根據主風機出口溫度確定,主風機出口溫度T出可按下式計算：T出＝T入<P出/P入>k－1/Kη式中T入——主風機入口溫度,KP出,P入——分別為主風機出,入口壓力,PaK——絕熱指數〔K＝1.4y——多變效應〔0.6—0.8由此前計算得,主風量=3369.73[m3<N>/min]由此風量乘以110%可作為選主風機的依據,依此可選EF-1950-3.2型兩臺故T出＝298×〔3.4/1〔1.4－1/〔1.4×0.7＝491K考慮溫降,取主風入再生器溫度為170℃則Q1＝257689.65×0.26×〔710－170×4.184＝15138×104kJ/h〔2空氣帶入水升溫熱Q2Q2＝帶入水量×水蒸氣比熱容×〔再生器溫度－空氣入再生器溫度×4.184水蒸氣平均比熱容按2.1kJ/kg.k則Q2＝2576.89×0.5×<710－170>×4.184＝291×104kJ/h〔3焦炭升溫熱Q3Q3＝焦炭量×焦炭比熱容×〔再生器溫度－反應器溫度×4.184焦炭比熱容取與催化劑相同值1.1kJ/kg.k則Q3＝17220×0.262×<710－510>×4.184＝378×104kJ/h〔4待生催化劑帶入水升溫熱Q4按每噸待生催化劑帶入1kg水汽Q4＝983×2.16×〔710-510＝42×104kJ/h式中2.16是水汽的平均比熱,kJ/kg℃〔5各處吹掃及松動蒸汽升溫熱Q5Q5＝700×〔3950－2780＝81.9×104kJ/h〔6再生器熱損失Q6Q6＝139×燒碳量×4.184＝139×16186.8×4.184＝941×104kJ/h故再生器耗熱Q耗＝〔15138+291+378+42+81.9+941×104＝16871.9×104kJ/h所以,過剩熱量Q過剩=可利用熱-再生器耗熱-反應器熱=<59487-16871.9-29328>×104=13287.1×104kJ/h3.1.3.3確定再生器一段床溫再生器一段床溫利用下式來計算Q

一段放熱/Q總放=<t一段-t反>/<t二段-t反>Q

一段放熱=<54830×0.8+12387×0.96>×104=55755.52×104kJ/h即,55755.52×104/67217×104=<t一段-510>/<710-510>解得,t一段=676℃表3再生器熱平衡匯總入方,×104kJh出方,×104kJ/h可利用熱59487干空氣升溫熱15138空氣帶入水升溫熱291焦炭生溫熱378待生催化劑帶入水升溫熱42各處吹掃松動蒸汽升溫熱81.9再生器熱損失941反應器耗熱29328過剩熱13287.1合計59487合計594873.1.4再生器結構尺寸的確定3.1.4.1密度相段確定直徑和高度〔1求煙氣體積流率V＝V1＋V2V1＝n1×22.4×〔273＋t1/273/P中×1.013V2＝n2×22.4×〔273＋t2/273/P中×1.013式中,P中——床層總壓力,kPan1——一段煙氣摩爾流率,kmol/sn2——二段煙氣摩爾流率,kmol/st1——一段再生溫度,℃t2——二段再生溫度,℃V1——一段煙氣體積流率,m3/sV2——二段煙氣體積流率,m3/sP中＝P再頂＋H稀r稀＋H過r過＋0.5H密r密＝3.4＋〔10×40＋2×95＋0.5×7×200/104＝3.529kg/cm2＝346.09kPa再生催化劑帶走的煙氣nn＝3.6×983/30.5/3600＝0.0322kmol/s由于一段燒碳量80%,燒氫量為96%,二段燒碳量為20%,氫量為96%,由以上的求物料平衡法同理可得,一段總濕煙氣量為7788.52kmol/h,二段總濕煙氣量為1682.84kmol/hn1＝7788.52/3600－n＝7788.52/3600－0.0322＝2.131kmol/sn2＝1682.84/3600－n＝1682.84/360－0.0322＝0.435kmol/sV1＝2.131×22.4×〔273＋676/273/3.529×1.013＝47.63m3/sV2＝0.435×22.4×〔273＋710/273/3.529×1.013＝9.94m3/sV＝V1+V2＝47.63＋9.94＝57.57m3/s由V=πd2w/4,取w=1.0m/sd＝＝＝8.56m,取d=8.6m則F＝〔π/4×d2＝8.62×3.14/4＝58.1m2〔2求藏量在一段燒碳80%CBR＝12949.44kg/h＝0.5w1ρv1TCp式中w1——一段催化劑藏量,tP——壓力因數,p＝PTP0V1——再生器裝置因數,取190P0——氧分壓因數O2——再生煙氣中過剩氧含量,取30T——再生溫度因數t——再生溫度CR1——經一段燒焦后的催化劑含碳百分數求出各值P0＝〔21－0.5/ln[〔21－0.5/0.5]/8.08＝0.683PT＝3.4/1.315＝2.586P＝P0PT＝0.683×2.586＝1.77T＝e16.5－13387/〔273＋676/2.858＝3.83CR1＝CR2＋總碳量/催化劑循環(huán)量×20%×100%＝0.1%＋16.1868/983×20%×100%＝0.429%W1＝12949.44/〔0.5×1.77×190×3.83×0.429＝46.9t在第二段P0＝〔21－1.5/ln[〔21－1.5/1.5]/8.08＝0.941P＝P0PT＝0.941×3.4/1.315＝2.43T＝e16.5－13387/〔273＋710/2.858＝6.24所以W2＝3237.36/〔0.5×2.43×185×6.24×0.1＝23.1t求F1,F2F總＝58.1m2設一,二段截面積之比F1/F2＝燒焦量比＝3.1則F1＝58.1×3.1/4.1＝43.9m2F2＝58.1-43.9=14.2m2求一段,二段線速u1＝V1/F1＝47.63/431.9＝1.1m/su2＝V2/F2＝9.94/14.2＝0.7m/s求一段,二段密相床密度ρ1密,ρ2密ρ密＝1.6×105ρsuf-0.46×p式中,ρs——催化劑沉降密度,g/mluf——密相床煙氣線速,m/sp——密相床差壓pap1＝w1/F1＝46.9/43.9＝1.1t/m2p2＝w2/F2＝23.1/14.2＝1.6t/m2所以ρ1密＝1.6×10-5×0.91×1.1-0.46×1.2×1000×9.81＝0.150t/m3ρ2密＝1.6×10-5×0.91×0.7-0.46×1.6×1000×9.81＝0.269t/m3⑤求一段,二段密相床高度H＝W密/ρ密F密,W密＝0.8W總H1＝46.9×0.8/0.150×43.9＝5.7mH2＝23.1×0.8/0.269×14.2＝4.8m考慮到裝分布管等密相床高度取6m3.1.4.2稀相段<1>稀相段直徑DD＝式中V——煙氣在稀相段體積流率,m3/sW——煙氣在稀相段線速,m/s,取0.55m/sV＝n總×22.4×<273＋t稀>/<273+P稀中>×1.013,t稀取710℃P稀中＝P再頂＋0.5×H稀r稀/104＝3.4＋0.5×10×40/104＝3.42kg/cm2＝335.4kPan總＝n1＋n2＝2.137＋0.435＝2.566kmol/sV＝2.566×22.4×<273＋710>/<273+3.42>×1.013＝61.3m3/sD＝＝11.9m,實取12.0m考慮到汽提段插在再生器稀相段里占6%則F實＝πD2/4×94%＝3.14×12.02/4×94%＝106m2實際線速u＝V/F實＝61.3/106＝0.58m/s<2>TDH值TDH＝10.4V稀0.5D〔×V?。?.4＝10.4×0.580.5×12.0〔×0.58－2.4＝11.5m<3>過渡段高度H過H過＝tan60°〔D?。璂密×0.5＝tan60°×〔12.0－8.6×0.5＝3.0m<4>稀相段高度H稀＝TDH－H過＝11.5－3.0＝8.3m,取H?。?m3.1.4.3一段二段燒焦強度及總停留時間燒焦強度S＝燒焦碳量/第n段藏量所以S1＝12949.44/46.9＝276kg/t.hS2＝3237.36/23.1＝140kg/t.h停留時間t＝藏量/催化劑循環(huán)量＝<46.9+23.1>/983×60＝4.3min床層再生停留時間一般在3—5min,故符合要求3.1.4.4催化劑輸送管線<1>淹流管管口面積F淹流管管口界面強度7—10t/m2.min取9t/m2.min則管口面積F＝催化劑循環(huán)量/界面強度＝983/<9×60>＝1.82m2,實取F＝1.8m2則實際截面強度＝983/1.8/60＝9.1t/m2.min<2>待生立管輸送管線的直徑取催化劑質量流率為2100t/m2h則管截面積F＝983/2100＝0.47m2d＝＝＝0.77m,實取d＝0.76m則F實＝0.762π/4＝0.453m2質量流率＝983/0.453＝2170t/m2h,在2100--2400t/m2h之間,符合要求3.1.4.5再生斜管直徑質量流速取2200t/m2hF＝983/2200＝0.45m2d＝＝＝0.76m則實際質量流速為983×4/0.762π＝2168t/m2h3.1.4.6直徑的驗算管內密度在劑速1—2m/s時應在350—450kg/m3之間P＝4×1000G/3600πd2w由于待生管d＝0.76m,w取1.5m/s所以ρ＝4×1000×983/3600/3.14/0.762/1.5＝401kg/m3對再生斜管d=0.76,w取1.5m/s則ρ＝4×1000×983/3600/3.14/0.762/1.5＝401kg/m3,由計算可知符合要求3.1.5旋風分離器計算3.1.5.1采用布埃爾型旋風分離器,兩級串聯再生器頂部壓力333.4kPa〔絕再生溫度710℃密相床密度150kg/m3濕煙氣流率61.3m3/s濕煙氣重度1.3kg/m3表4布埃爾型旋風分離器的主要尺寸項目一級二級筒體外徑mm1498.61397入口面積,m20.460.39料腿直徑mmΦ426×12Φ168×10料腿內截面積,m20.1270.0172一級料腿伸入到密相床以下1.5m,二級伸入1m,一,二級料腿均用全覆蓋閥翼3.1.5.2旋風分離器組數的確定選用6組旋風分離器,復核入口線速一級入口線速u1＝濕煙氣流率V1/一級入口截面積F1＝61.3/0.46/6＝22.2m/s由于采用加CO2助燃劑的兩端再生技術,不會發(fā)生二次燃燒,故在計算時,未考慮級間冷卻蒸汽,并忽略一級旋風分離器壓降對濕煙氣體積流率的影響,粗略認為二級旋風分離器的濕煙氣流率與一級相同,則,二級入口線速u2＝V1/F2＝61.3/0.39/6=26.2m/s根據對旋風分離器入口線速的要求:一級線速最高≯25m/s,二級線速最高≯35m/s,最低線速≮15m/s故得一二級旋風分離器入口線速均在適宜范圍內,認為選6組旋風分離器合適。3.1.5.3核算料腿負荷①一級旋風分離器入口固體濃度已知稀相線速u＝0.58m/s由混合催化劑篩分組成得,催化劑顆粒表面平均直徑dp＝1/＝1/<0.008/10＋0.094/30＋0.542/60＋0.195/92.5+0.102/127+0.059/149>＝61.4μ催化劑顆粒密度為:ρp＝ρt/<1＋ρtvk/1000>式中,ρt催化劑骨架密度,2.61g/cm3vk催化劑孔體積,0.194m3/gρp＝2.61×103/<1＋2.61×1000×0.194/1000>＝1733kg/m3u2/dpρp2＝0.582/<61.4×17332×10-6>＝1.82×10-3查《催化裂化工藝設計》圖7-4得,Es/ρg＝3.1式中u稀相氣體線速,m/sdp顆粒表面平均直徑,mρp顆粒密度,kg/m3ρg氣體密度,kg/m3Es氣相飽和攜帶能力,kg/m3ρg＝濕煙氣質量流率/濕煙氣氣體體積流率＝270605.65/<65.11×3600>＝1.15kg/m3則氣相飽和攜帶量Es＝3.1×1.15＝3.57kg/m3②一級料腿負荷進入旋風分離器的固體顆粒假定全部在一級旋風分離器回收下來,則通過一級料腿的固體流量:G≈煙氣量×一級入口濃度＝61.3×3.57＝218.8kg/s一級料腿截面積＝0.127×6＝0.762m2質量流速218.8/0.762＝287kg/m2s其正常設計時采用值為244--366kg/m2s故此一級料腿負荷在允許設計范圍內③二級料腿負荷假定一級旋風分離器回收率為90%則通過二級料腿的固體流量為:218.8×10%＝21.88kg/s二級料腿截面積＝0.0172×6＝0.1032m2二級料腿質量流率＝21.88/0.1032＝212kg/m2s也在允許設計范圍內3.1.5.4旋風分離器壓力平衡①旋風分離器壓力降P1＝4.98×10-5×u12〔Kρ混＋3.4ρ氣/gu1＝22.2m/s,K＝2.7－0.048u1＝1.6ρ氣＝1.15kg/m3,則ρ混＝1.15＋3.57＝4.72kg/m3所以,P1＝4.98×10-5×u12〔Kρ混＋3.4ρ氣/g＝4.98×10-5×26.22〔1.6×4.72＋3.4×1.15/9.8＝0.0465kg/cm2＝4.56kPa二級旋風分離器壓降P2＝4.98×10-5×27.82×11.6×1.15/9.8＝0.0524kg/cm2＝5.14kPa②一級料腿長度對一級料腿末端出口做壓力平衡推動力＝阻力推動力＝料腿頂部壓力＋料腿內料柱壓力阻力＝旋風分離器入口處壓力＋稀相段靜壓＋密相段靜壓＋翼閥阻力即P2＋H3ρ3＝P1＋H1ρ1＋H2ρ2＋△P閥得H3＝<P1－P2＋H1ρ1＋H2ρ2＋△P閥>/ρ3P1－P2＝△P1＝0.0287kg/cm2=287kg/m2＝2.81kPaH1ρ1＝3×<10×3.57>＋<12－3>×1.5×3.57＝155kg/m2＝1.56kPaH2ρ2＝1.5×150＝225kg/m2＝2.21kPaP閥＝35kg/m2＝0.34kPaρ3為一級料腿內料柱密度,取390kg/m3,即3.82kPa則H3＝<P1－P2＋H1ρ1＋H2ρ2＋△P閥>/ρ3＝<287＋155＋225＋35>/390＝1.8m一級料腿最小長度為1.8+1=2.8m一級旋風分離器入口中心線至底部距離為4.9m,則一級料腿實際長度為12－4.9＋1.5＝8.6m,此值大于2.8,故完全可以滿足壓力平衡需要③二級料腿長度同一級相似,對二級料腿末端出口做壓力平衡推動力＝P3＋H4ρ4阻力＝P1＋H1ρ1＋H5ρ5＋△P閥由推動力=阻力則H4＝<P1－P3＋H1ρ1＋H5ρ5＋△P閥>/ρ4P1－P3＝△P1＋△P2＝287＋465＝752kg/m3＝7.37kPaH1ρ1＝155kg/m2＝1.52kPaH5ρ5＝1×150＝150kg/m2＝1.47kPaρ4取360kg/m2,即3.53kPaH4＝<P1－P3＋H1ρ1＋H5ρ5＋△P閥>/ρ4＝<752＋155＋150＋35>/360＝3.03m二級料腿最小長度應為3.03＋1＝4.03m其實際長度12－4.9＋1＝8.1m,遠大于4.03m,故完全可滿足壓力平衡需要3.1.5.5旋風分離器效率假定催化劑單耗為0.5kg〔催化劑/t〔原料裝置處理量為125t/h每小時損耗催化劑＝125×0.5＝62.5kg入旋風分離器的煙氣體積流率為61.3m3/s一級入口處催化劑固體濃度為3.57kg/m3則,入旋風分離器的固體量＝61.3×3.57×3600＝787827.6kg/h則,入旋風分離器的效率η＝<1－62.5/787827.6>×100%＝99.992%3.1.6輔助燃燒室3.1.6.1熱負荷主風量＝9026.05kmol/h其中干空氣量＝8885.85kmol/h,水有140.2kmol/h設將正常主風量的65%從主風機出口溫度〔170℃升溫到550℃加熱的干空氣量＝8885.85×0.65＝5775.8kmol/h加熱的水汽量＝140.2×0.65＝91.13kmol/h求干空氣及水汽的平均比熱Cp＝A＋B〔T1＋T2＋C〔T12＋T1T2＋T22T1＝170＋273＝443KT2＝550＋273＝823KCpN2＝0.966＋1.039×10-4×〔443+823－3.44×10-9×〔4432+443×823+8232＝1.093kJ/kgKCpO2＝0.88＋2.07×10-4×1266－4.38×10-8×1238167＝1.008kJ/kgKCpH2O＝1.66＋3.07×10-4×1266＋3.56×10-9×1238167＝2.053kJ/kgK干空氣中：O2占21%〔V77%<重>N2占79%〔V23%〔重則,平均Cp干空氣＝0.77×1.093＋1.008×0.23＝1.073kJ/kgK干空氣升溫所需熱Q1＝Cp干空氣m干空氣×〔T2－T1＝1.093×5775.8×28.4×〔823－443＝68.13×106kJ/h空氣中水升溫所需熱Q2＝CpH2O×m水×〔T2－T1＝2.053×91.13×18×〔823－443＝1.28×106kJ/h所以輔助燃燒室熱負荷Q為Q＝Q1＋Q2＝68.13×106＋1.28×106＝69.41×106kJ/h3.1.6.2輔助燃燒室尺寸的確定〔1設輔助燃燒室體積熱強度為700MJ/m3h則,輔助燃燒室體積V＝169.41×106/7×106＝9.91m3〔2設高徑比H/D＝2.5,則H＝2.5DV＝〔π/4×D2×2.5DD＝＝1.72m,取D實=1.8m則,H=4V/πD2=4×9.91/<3.14×1.82>=3.9m3.1.6.3主風分配〔1一次風量①燃料油量已知燃燒熱值q＝46055kJ/kg,效率為0.995,H/C＝6/94燃料油量=Q/<q×η>=69.4×106/〔46055×0.995＝1514kg/h②計算燃料燒焦所需主風mc＝1514×0.94＝1423kg/h＝118.6kmol/hmh＝1514×0.06＝90.84kg/h＝45.42kmol/hC燃燒生成CO2需氧量＝mc＝118.6kmol/hH燃燒生成H2O需氧量＝mh/2＝22.71kmol/h理論需氧量＝118.6＋22.71＝141.31kmol/h理論需氮氣量＝141.31×79/21＝531.59kmol/h理論干空氣量＝141.31+531.59＝672.9kmol/h干空氣帶水量＝672.9×0.0306＝20.59kmol/h理論濕空氣量＝672.9＋20.59＝693.49kmol/h③設過?？諝饬繛?0%則一次風量＝693.49×1.8＝1248.28kmol/h二次風量＝總主風量－一次風量＝9026.05－1248.28＝7777.77kmol/h3.1.6.4環(huán)隙面積去二次風速為9m/s二次風體積流率V2＝n2×22.4×1.013×<273＋t>/273P式中,n2二次風摩爾流率,kmol/st主風入再生器溫度,℃P主風在輔助燃燒室時的壓力,kPaV2二次主風體積流率,m3/sP＝P再頂＋△P稀＋△P過＋△P密＋△P管＝3.66kg/cm2＝358.97kPaV2＝7777.77×22.4×1.013×<273＋170>/〔273×3.66×3600＝21.74m3/s而環(huán)隙面積F＝21.74/9＝2.42m2則有d外2π/4＝F＋d內2π/4d外＝＝＝2.5m,取實d外=2.6m3.1.7能量回收估算3.1.7.1再生煙氣膨脹做功回收能量已知濕煙氣量＝9377.87kmol/h＝270659.69kg/h其中干煙氣量＝8627.55kmol/h＝257100.38kg/h煙氣溫度t＝710℃,煙氣中CO/CO2＝0P入＝3.2kg/cm2=313.82kPa,P入＝1kg/cm3＝98.07kPaN=GRT1K[1-<P2/P1>K-1/K]η/<126×60×<K-1>>式中,N煙機軸功率,kwP1煙氣入煙機壓力,kPa<絕>G煙氣的重量流量,kg/minR氣體常數,η煙氣效率,取75％K煙氣的絕熱指數,1.313T1煙氣入口溫度,K所以,N=270659.69×29.24×<273+710>/<102×60>×1.313/<1.313-1>×[1-<1/3.4>]<1.313-1>/1.313]×1.313/<1.313-1>×75％=4244993kw主風機滿負荷工作時軸功率＝5904×2＝11808kw回收能量/主風機軸功率×100%＞100%這說明膨脹透平是完全可以滿足主風機所需功率,實際操作時,主風機并不是在滿負荷工作,它所消耗的功率也沒那么大,所以煙機回收的能量可能除用來帶動主風機運轉外,還有一部分可用來發(fā)電。由公式η＝〔T1-T2/［T1*<1-<P出/P入>〔K-1/K>］故T1－T2＝0.75[1－<1/3.4><1.313－1>/1.313]×<273＋710>＝187K所以T2＝273＋710－187＝796K,t2＝796－273＝523℃即煙氣出煙機溫度為523℃3.1.7.2余熱鍋爐回收熱能的估算已知:煙氣入余熱鍋爐溫度為523℃,出余熱鍋爐溫度取170℃,煙氣降溫可放熱Q放＝Cp×m△t濕煙氣組成<質%>N2:70.2O2:2.9CO2:20H2O:6.9求煙氣平均比熱Cp＝A＋B〔T1＋T2＋C〔T12＋T1T2＋T22T1＝531＋273＝804KT2＝170＋273＝443KCpN2＝0.966＋1.039×10-4×1247－3.44×10-9×1198837＝1.09kJ/kg.KCpO2＝0.8＋2.07×10-4×1247－4.38×10-8×1198837＝1.006kJ/kgKCpH2O＝1.66＋3.07×10-4×1247＋3.56×10-9×1198837＝2.038kJ/kgKCpCO2＝0.603＋4.83×10-4×1247＋1.08×10-7×1198837＝1.335kJ/kgK濕煙氣Cp＝1.091×0.702＋1.006×0.029＋2.047×0.2＋1.335×0.069＝1.297kJ/kg.K所以Q放＝Cp×m△T＝1.297×<523－170>×270659.69＝123.9×106kJ/h余熱鍋爐的任務是將104℃的飽和蒸汽過熱到400℃,980.7kPa已知q104℃＝2684.3kJ/kg,q400℃＝3274kJ/kg產生蒸汽量m＝123.9×106/<3274－2684.3>＝210107kg/h＝210t/h此蒸汽一部風用于本裝置,剩下的可并入可通過汽輪機發(fā)電3.2反應系統(tǒng)工藝計算3.2.1提升管反應器3.2.1.1幾個參數的確定<1>總轉化率=〔氣體+汽油+焦炭/新鮮原料×100%=〔14.49+47.68+11.48/100×100%=73.65%<2>單程轉化率=〔氣體+汽油+焦炭/總進料×100%=0.7365/1.43×100%=51.5%<3>輕質油收率=汽油收率+柴油收率=47.68%+26.35%=74.03%<4>總液收=輕質油收率=74.03%3.2.1.2原料預熱溫度新鮮原料230℃回煉油350℃3.2.1.3提升管尺寸的計算<1>提升管直徑的確定本設計新鮮原料用下進料口,回煉油用上進料口,兩進料口相隔8m,且假設到達回煉油進料口時,總轉化率已達50%,故本設計把提升管分成兩段進行計算以回煉油進口為界：下段:提升管進口線速的確定進口處壓力根據經驗選定,然后校核假設從沉降器頂到提升管下進料口處總壓降為0.2kg/cm2,,即19.61kPa則P進口=2.9+0.2=3.1kg/cm2,＝304.02kPa②進口處溫度采用猜算法進行計算,先設一溫度做熱平衡,若熱平衡了,說明所設溫度正確,否則需重新假定再算,在計算時有以下幾點假定：a認為原料在提升管前,全為液相b認為原料噴入提升管后,遇高溫催化劑,先汽化,再反應c熱平衡按反應前狀態(tài)確定表5提升管下段入方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h新鮮原0催化劑983000再生劑帶入煙氣98330.532.2水蒸氣438618243.7其中霧化蒸汽198018預提升蒸汽46618再劑帶水9618斜管松動蒸汽43518再生塞閥松動蒸汽再生塞閥吹掃蒸汽140918膨脹節(jié)吹掃蒸汽事故蒸汽吹掃蒸汽油+汽合計1142755表6提升管下段出方物料項目質量流率kg/h相對分子質量摩爾流率kmol/h未反應的新鮮原料75000530141.5催化劑1092000氣體10867.524.8438.2汽油35760115311柴油19762.521791.1焦炭8610再劑帶入煙氣98330.532.2水蒸氣438618243.7油+氣合計1247369設原料噴入遇高溫催化劑升溫汽化后的溫度t1為567.5℃,做隔離系統(tǒng)熱平衡供熱方：A催化劑供熱Q1=催化劑循環(huán)量×催化劑比熱×〔t再-t=1092×103×1.2×<710-567.5>=186732×103kJ/hB帶入水汽供熱Q2=帶入水汽量×蒸汽比熱×〔t再-t=96×2.2×〔710-567.5=30.1×103kJ/hC催化劑煙氣帶入熱Q3=帶入煙氣量×煙氣比熱×〔t再-t=983×1.26×〔710-567.5=176.5×103kJ/h總供熱=Q1+Q2+Q3=186938.6×103kJ/h耗熱方：A原料油升溫汽化耗熱Q4=原料油×〔q567.5汽-q230℃液=150×103×〔528-132.47×4.184=185474.6×103kJ/h式中,q567.5汽=423-〔-5=428kcal/kg,q230℃液=130×1.019=132.47kcal/kg-5,1.019是K校正因數B各項水蒸氣升溫熱Q5=〔霧化+預提升+松動蒸汽×蒸汽比熱×〔t—蒸汽溫度+各項吹掃蒸汽×蒸汽比熱×〔t-過熱蒸汽溫度=〔1980+466+435×0.5×4.184×〔567.5-400+1409×0.5×4.184×〔567.5-400=1503.3×103kJ/h總耗熱Q總耗=Q4+Q5=186977.9×103kJ/hQ總供與Q總耗近似相等,可認為混合溫度為567.5℃③原料入口處體積流率,由PV=nRT得V入=n×22.4×〔273+t混/〔273×P入×1.013n=n水+n油+n煙氣=243.7+283.0+32.2=558.9kmol/h所以,V入=558.9/3600×22.4×〔273+567.5/〔273×3.1×1.013=3.5m3/s取提升管內徑為1.0m則提升管下段入口線速w=4V入/πd2=4×3.5/<3.14×12>=4.5m/s提升管入口線速一般在4.5—7.5m/s之間,則此植符合要求④提升管下段出口線速的確定下段出口處壓力取299.11kPa猜算：先假定出口溫度t2為561.2℃,做熱平衡供熱方：A催化劑降溫供熱Q1=催化劑循環(huán)量×催化劑比熱×〔t-t2=983××103×1.2×<567.5-561.2>=7471.5×103kJ/hB各項水蒸氣降溫供熱Q2=水汽量×比熱×〔t-t2=